下载文档原格式
催化装置第一章工艺技术规程1.1装置概况1.1.1装置简介本规程适用于中国石油大庆石化分公司炼油厂重油催化二车间140万吨/年重油催化——气分联合装置。
该装置由北京设计院承担主体设计，中石化第四建筑工程公司和中油一建承担主体安装。
装置总占地面积为150m×59m＝14250m2。
装置于1998年4月开始施工，2000年5月11日实现投料试车一次成功。
并于2001年6月装置检修中进行了MGD改造。
大庆石化分公司炼油厂1.4Mt/a重油催化裂化—气分联合装置是该本公司“九五”期间炼油系统改造工程的重点项目，目的是扩大炼油厂重油深度加工能力，提高轻质油收率，增加效益。
1.1.1.1 装置设计依据1) 中国石化咨询公司关于《大庆石化总厂炼油系统改造工程可行性研究报告》的评估意见书[中石化（1997）咨炼字90号]（一九九七年十二月二十日）。
2) 大庆石油化工总厂委托中国石化北京设计院承担大庆石化总厂炼油系统改造工程140万吨/年重油催化裂化联合装置初步设计的委托书。
3) 大庆石油化工总厂与中国石化北京设计院签定的《大庆石化总厂炼油系统改造工程140万吨/年重油催化裂化联合装置初步设计的合同》。
4) 大庆石化总厂140万吨/年重油催化裂化装置可行性研究报告。
5) 总体院（大庆石化设计院）编制的大庆石化总厂炼油系统改造工程设计院统一规定。
1.1.1.2 设计原则1) 采用成熟可靠的新工艺、新技术、新设备、新材料等，以达到装置技术先进，经济合理。
2) 充分吸收国内重油催化裂化装置的经验教训，取长补短，以确保装置安、稳、长、满、优生产。
3) 采用DCS控制系统，机组采用ITCC控制系统，提高装置的自动化水平和综合管理水平。
1.1.1.3概况1) 装置规模：公称能力按140万吨/年设计，年开工时数按8000小时计。
汽油脱硫醇精制部分的处理能力与140万吨/年重油催化裂化相匹配约为64.6万吨/年。
设计掺渣比60％。
催化裂化催化裂化技术的工业化始于1936年，半个多世纪以来，这一工艺得到了迅速发展，先后出现过多种形式的催化裂化工业装置。
固定床和移动床催化裂化是早期的工业装置，随着微球硅铝和沸石催化剂的出现，流化床和提升管催化裂化相继问世。
我国催化裂化工艺的发展，起点较高，发展迅速，目前，己拥有5 0万吨／年以上规模的催化裂化装置60余套，总加工能力4200万吨／年，占原油加工能力的30%左右。
我国催化裂化工业装置绝大部分是技术先进的提升管催化裂化(有些是由床屋流化催化裂化装置改建的)。
一．生产中几个常用的基本概念(一)转化率和回炼操作1．转化率转化率是原料转化为产品的百分率。
它是衡量反应深度的综合指标。
转化率又有总转化率和单程转化率之分。
总转化率是对新鲜原料而言，按惯例，工业上常用下式定义：2．回炼操作回炼操作又叫循环裂化。
由于新鲜原料经过一次反应后不能都变成要求的产晶，还有一部分和原料油馏程相近的中间馏分。
把这部分中间馏分送回反应器重新进行反应就叫回炼操作。
这部分中间馏分油就叫做回炼油(或称循环油)。
如果这部分循环油不去回炼而作为产晶进出装置，这种操作叫单程裂化。
用比较苛刻的操作条件，例如催化剂活性高、反应温度和再生条件苛刻等，采用单程裂化的方式进行生产可以达到一定的反应深度；在比较缓和的条件下，采用回炼操作，也可使新鲜原料达到相同的转化率。
两种方式对比，显然，采用回炼操作产品分布好，即轻质油收率高。
这是因为回炼操作条件缓和，汽油和柴油二次裂化少。
但是，回炼操作比单程裂化处理能力低，增加能耗。
因为回炼油是已经裂化过的馏分，它的化学组成和新鲜原料有区别，芳烃含量多，较难裂化。
总转化率是对新鲜原料而言的，总转化率高，说明新鲜原料最终反应深度大。
但是反应条件的苛刻程度或总进料油裂化的难易程度只有用单程转化率才能反映出来。
单程转化率表示为：式中回炼比是回炼油(包括回炼油浆)与新鲜原料重量之比，即：(二)空速和反应时间回炼比的大小由原料性质和生产方案决定，通常，多产汽油方案采用小回炼比，多产柴油方案用大回炼比。
1.0催化裂化催化裂化是原料油在酸性催化剂存在下，500℃左右、1× 105～3× 105Pa 在下发生裂解，生成轻质油、气体和焦炭的过程。
催化裂化是现代化炼油厂用来改质重质瓦斯油和渣油的核心技术，是炼厂获取经济效益的重要手段。
催化裂化的石油炼制工艺目的：1）提高原油加工深度，得到更多数量的轻质油产品；2）增加品种，提高产品质量。
催化裂化是炼油工业中最重要的一种二次加工工艺，是重油轻质化和改质的重要手段之一，已成为当今石油炼制的核心工艺之一。
1.1催化裂化的发展概况催化裂化的发展经历了四个阶段：固定床、移动床、流化床和提升管。
见下图：流化床在全世界催化裂化装置的总加工能力中，提升管催化裂化已占绝大多数。
移动床提升管（并列式）1.2催化裂化的原料和产品1.2.1原料催化裂化的原料围广泛，可分为馏分油和渣油两大类。
馏分油主要是直馏减压馏分油（VGO），馏程350-500℃，也包括少量的二次加工重馏分油如焦化蜡油等，以此种原料进行催化裂化称为馏分油催化裂化。
渣油主要是减压渣油、脱沥青的减压渣油、加氢处理重油等。
渣油都是以一定的比例掺入到减压馏分油中进行加工，其掺入的比例主要受制于原料的金属含量和残炭值。
对于一些金属含量低的石蜡基原有也可以直接用常压重油为原料。
当减压馏分油中掺入渣油使通称为RFCC。
以此种原料进行催化裂化称为重油催化裂化。
1.2.2产品催化裂化的产品包括气体、液体和焦炭。
1、气体在一般工业条件下，气体产率约为10%-20%，其中含干气和液化气。
2、液体产物1）汽油，汽油产率约为30%-60%；这类汽油安定性较好。
2）柴油，柴油产率约为0-40%；因含较多芳烃，所有十六烷值较低，由重油催化裂化得到的柴油的十六烷值更低，这类柴油需经加氢处理。
3）重柴油（回炼油），可以返回到反应器，已提高轻质油收率，不回炼时就以重柴油产品出装置，也可作为商品燃料油的调和组分。
4）油浆，油浆产率约为5%-10%，从催化裂化分馏塔底得到的渣油，含少量催化剂细粉，可以送回反应器回炼以回收催化剂。
三、名词解释1.重整转化率：重整生成油中的实际芳烃含量与原料的芳烃潜含量之比。
2.芳烃潜含量：原料中C6~C8环烷烃全部转化为芳烃再加上原料中的芳烃含量。
3.水-氯平衡：由生产过程中，催化剂上氯含量会发生变化，为了保持重整催化剂的脱氢功能和酸性功能应有良好的配合，而采取注氯注水等方法来保证最适宜的催化剂含氯量。
2.加氢精制：指在氢压和催化剂存在下，使油品中的硫、氧、氮等有害杂质转变为相应的硫化氢、水、氨而除去，并使烯烃和二烯烃加氢饱和、芳烃部分加氢饱和，以改善油品的质量。
3.氢油比：单位时间里进入反应器的气体流量与原料油量的比值。
4.化学耗氢:消耗在脱除油品中的硫、氮、氧以及烯烃和芳烃饱和反应及加氢裂化和开环等反应上的耗氢量。
5.氢腐蚀：氢腐蚀分为氢鼓包、氢脆、氢蚀。
氢鼓包是指氢原子扩散到金属内部（大部分通过器壁），在另一侧结合为氢分子逸出。
在高强钢中金属晶格高度变形，氢原子进入金属后使晶格应变增大，因而降低韧性及延性，引起脆化，这种现象为氢脆。
在高温高压环境下，氢进入金属内与一种组分或元素产生化学反应使金属破坏，称为氢蚀。
1.二次燃烧：CO在稀相段、旋风分离器、集气室等处燃烧, 温度升高至750~900℃(烧坏设备)；再生温度高, 过剩O2太高时易发生二次燃烧；使用CO2助燃剂, 可彻底消除二次燃烧。
1.催化裂化：催化裂化是在0.1～0.3MPa、500℃左右的温度及催化剂作用下，重质原料油发生以裂解为主的一系列化学反应，转化为气体、汽油、柴油、油浆及焦炭的工艺过程。
2.催化剂选择性：催化剂增加目的产物或改善产品质量的性能称为催化剂的选择性。
3.减粘裂化：减粘裂化是以降低重质原料油粘度及凝点为主的热破坏加工过程。
4.碳堆积：再生器烧焦能力低或供氧不足，反应生成的焦炭烧为完全，使催化剂活性及选择性下降，又至使反应时生焦量增大，再生器烧焦更不完全，这样造成恶性循环，使催化剂上焦炭迅速增大，这就是碳堆积。
催化裂化装置节能降耗的有效途径探究摘要：催化作为极为重要的二次加工装置，为原油加工轻质化发挥了积极作用，是汽油生产的主力装置，但同时其生产过程也消耗了大量的能源。
通过分析催化裂化装置节能技术，挖掘节能潜力，采取行之有效的节能措施，可以降低能耗，提高经济效益。
关键词：催化裂化装置；节能降耗；有效途径前言：催化裂化装置的节能降耗是我国节能减排的一项重大举措，随着我国经济结构的调整，原有的油价会出现很大的波动，因此，要在降低能耗的前提下，通过节能减排，有效地降低催化裂化的能耗，并探索节能减排技术。
采用催化裂化装置技术可有效降低炼厂能耗、降低生产成本、增加总输能、分散蒸气、降低能源泄漏、提高经济效益。
一、催化裂化装置概述所谓的催化裂化装置，是指炼油企业的主要能源，而催化裂化装置则是其二次处理的重要装置，其作用是将其转化为石油产品，从而获得液化天然气。
在实际操作中，催化裂化装置需要大量的能源，在生产的时候，可以降低能耗。
目前，催化裂化装置技术在节能方面的应用，其核心技术是节能降耗。
催化裂化装置的好坏，直接影响到整个炼制过程的质量和经济效益。
随着科技的进步，我国的催化裂化装置不断更新，在许多方面仍需改进，但总体能耗水平却有了显著的提高。
催化裂化装置的主要特征是：催化裂化装置的轻油回收率很高，目前回收率达到85%。
催化裂化装置提高了汽油的辛烷值，提高了汽油的稳定性。
在催化裂化装置中，采用了低质量的重油，从而大大提高了轻质油的产量。
二、催化裂化装置节能降耗的有效途径研究（一）控制催化裂化装置运行中的生焦率在催化裂化装置的节能优化中，采用了逆向再生技术，对生焦速率进行了有效的控制，并对装置进行了改进，使其采用了粗旋风，以改善操作过程中的气固分离效果，达到了二次控制生焦速率的目的。
选用优质的进料喷嘴，可以提高催化裂化装置原料油的处理效率，并能有效地解决原料油雾化问题。
对汽提区进行了改造，由原来的隔板式改为高效型，使焦炭在催化裂化过程中的H/C值由原来的9.1%降至5.5%。
催化裂化装置流程简介一、反应、再生部分1、进料系统装置原料油罐设置有冷蜡油罐、热蜡油罐。
罐区来的冷蜡油（90℃）及和自芳烃返回的回炼油抽余油（210℃）进容302/1（冷蜡油罐），由常减压来的常四线，减压一、二、三线混合的直馏蜡油（190℃）进容302/2（热蜡油罐）。
容302/1抽出冷蜡油在P308/1,2入口与罐区来的减压渣油混合经P308/1，2升压，去顶循-原料油换热器、一中-原料油换热器与顶循、一中换热后与焦化蜡油（自罐区来，经过轻柴油-焦化蜡油换热器换热）混合，该混合油再依次通过开工加热器（E300/A，B）与中压蒸汽换热（开工时使用），原料油加热器（E300/C，D）与油浆换热，再与容302/2来经P305/1，2升压的热蜡油和P307/1,2来回炼油混和共同经静态混合器后（170-200℃）进入提升管第一反应区的原料喷嘴。
油浆（350℃）回炼自油浆泵直接进提升管反应器上层专用喷嘴进入提升管。
2、反应部分高温再生催化剂（690℃）经再生滑阀进入提升管下部，在提升管预提升段经过预提升后同混合原料油接触，原料油快速气化，先在第一反应区发生催化反应。
然后用急冷汽油冷却后进入（510-515℃）第二反应区，汇合来自沉降器的待生催化剂（490℃），在此发生氢转移反应和异构化反应，反应后的油气和催化剂经提升管出口粗旋、沉降器顶旋分离后，油气（500℃）从沉降器顶部送往分馏塔。
自粗旋分离回收的催化剂进入粗旋溢流斗，一部分经提升管循环塞阀返回提升管第二反应区，其余和顶旋分离器分离回收下来的催化剂，进入沉降器下部的汽提段。
用蒸汽汽提催化剂上油气。
3、再生系统汽提后的待生催化剂经待生斜管、待生塞阀，进入塞阀套筒，经从增压机来的增压风提升至再生器催化剂分配器进入再生器与主风机（M501）来主风进行逆流烧焦。
再生后的催化剂进入提升管反应器循环。
再生器烧焦产生的过剩热量由气控式外取热器和内取热取走，在外取热中,热催化剂从再生器自流到外取热器，与取热器接触并被冷却后，返回再生器。
